化工原理課程設(shè)計(jì)--乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、<p>　　化工原理 課 程 設(shè) 計(jì)</p><p>　　題目 乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì) </p><p>　　教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 </p><p>　　專業(yè)班級(jí) 應(yīng)用化學(xué)1002班 </p><p>　　學(xué)生姓名 </p><

2、p>　　學(xué)生學(xué)號(hào) </p><p>　　指導(dǎo)教師 老師 </p><p>　　2013年 6月 15日 </p><p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 </p><p><b>　　一 設(shè)計(jì)題目：</b></p><p>　　乙醇-丙

3、醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)</p><p><b>　　二 任務(wù)要求 </b></p><p>　　設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板精餾塔以分離苯和甲苯（乙醇—丙醇），</p><p>　　具體工藝參數(shù)如下：原料加料量 F＝100kmol/h進(jìn)料組成 xF＝0.433餾出液組成 xD＝0.933</p><p>　　釜液組成

4、 xw＝0.023</p><p>　　塔頂壓力 p＝100kpa</p><p>　　單板壓降 ≤0.7 kPa</p><p>　　2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。 </p><p>　　三 主要設(shè)計(jì)內(nèi)容 </p><p>　　1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明&

5、lt;/p><p><b>　　2、工藝計(jì)算</b></p><p>　　3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)</p><p>　?。?）塔徑及精餾和提餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定</p><p>　?。?）塔板的流體力學(xué)校核</p><p>　?。?）塔板的負(fù)荷性能圖</p><p><

6、b>　　（4）總塔高</b></p><p><b>　　4、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總</b></p><p>　　5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　精餾是一種最常用的分離方法，它根據(jù)多次部分冷凝、多次部分汽化的原理，以塔底的汽

7、相回流、塔頂?shù)囊合嗷亓鳛榛A(chǔ)來實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計(jì)采用篩板式精餾塔，進(jìn)行苯—甲苯二元物系的分離，此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，從而達(dá)到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握汽液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。</p><p>　　通過對(duì)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算可知：實(shí)際塔板數(shù)為

8、21塊(包括再沸器)，第塊板13進(jìn)料，塔徑為1.0m，塔的實(shí)際高度為16.8m。根據(jù)所選參數(shù)在進(jìn)行校核可知：精餾段：液體在降液管停留時(shí)間為45.7s，操作彈性為3.27。提餾段：液體在降液管停留時(shí)間為11.77s，操作彈性為3.02。這些值都符合實(shí)際要求，故所選的設(shè)計(jì)參數(shù)是合理。</p><p>　　關(guān)鍵字：精餾、物料衡算、塔板負(fù)荷性能圖、熱量衡算。</p><p><b>　　

9、目錄</b></p><p>　　任務(wù)書………………………………………………………………………………2</p><p>　　摘 要. ……………………………………………………………………………3 </p><p>　　第一章 前言………………………………………………………………………6</p><p>　　1.1 精餾原

10、理及其在工業(yè)生產(chǎn)中應(yīng)用………………………………………………6</p><p>　　1.2 精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求………………………………………………………6</p><p>　　1.3. 常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的選型…………………………………………………6</p><p>　　1.4． 本設(shè)計(jì)所選塔的特性. ………………………………………………………6&

11、lt;/p><p>　　流程的確定和說明………………………………………………………7</p><p>　　2.1 設(shè)計(jì)思路………………………………………………………………………7</p><p>　　2.1.1 精餾方式的選定………………………………………………………………7</p><p>　　2.1.2 操作壓力的選取…………………

12、……………………………………………7</p><p>　　2.1.3 加料狀態(tài)的選擇………………………………………………………………7</p><p>　　2.1.4 加熱方式.……………………………………………………………………7</p><p>　　2.1.5 回流比的選擇…………………………………………………………………7</p><

13、p>　　2.1.6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇………………………………………7</p><p>　　2.2 流程說明圖………………………………………………………………………8</p><p>　　精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算…………………………………………………………8</p><p>　　3.1 物料衡算………………………………………………………………

14、………8</p><p>　　3.1.1 原料液塔頂、塔底摩爾質(zhì)量……………………………………………………9</p><p>　　3.1.2 溫度計(jì)算………………………………………………………………………9</p><p>　　3.1.3 原料液塔頂、塔底的氣液相組成及 平均摩爾質(zhì)量………………………………9</p><p>　　3.1.4

15、密度計(jì)算………………………………………………………………………10</p><p>　　3.1.5 表面張力計(jì)算…………………………………………………………………13</p><p>　　3.1.6.黏度的求取……………………………………………………………………14</p><p>　　3.1.7. 相對(duì)揮發(fā)度的求取……………………………………………………………15

16、</p><p>　　3.2 塔板數(shù)的確定…………………………………………………………………16</p><p>　　3.2.1 回流比的確定…………………………………………………………………16</p><p>　　3.2.2 汽液負(fù)荷計(jì)算…………………………………………………………………16</p><p>　　3.2.3 理論塔層數(shù)

17、NT的 求取…………………………………………………………17</p><p>　　3.2.4 實(shí)際板數(shù)的求取……………………………………………………………… 17</p><p>　　3.3. 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì) 計(jì)算………………………………………………19</p><p>　　3.3.1 氣液相體積流量記算……………………………………………………………19

18、</p><p>　　3.3.2 塔徑計(jì)算與選擇………………………………………………………………19</p><p>　　3.3.3 溢流裝置的計(jì)算………………………………………………………………20</p><p>　　3.3.4 塔板 布置……………………………………………………………………22</p><p>　　3.3.5 篩孔計(jì)算

19、及 其開孔率…………………………………………………………22</p><p>　　3.3.6 塔總體高度計(jì)算………………………………………………………………22</p><p>　　3.4 篩板的流體力學(xué)計(jì)算…………………………………………………………23</p><p>　　3.4.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨取?3<

20、;/p><p>　　3.4.2 氣體通過每層塔的 壓降………………………………………………………24</p><p>　　3.4.3 液沫夾帶量的驗(yàn)算……………………………………………………………24</p><p>　　3.4.4 漏液的鹽驗(yàn)算…………………………………………………………………24</p><p>　　3.4.5 液泛的驗(yàn)算……

21、………………………………………………………………25 </p><p>　　3.5 塔板 負(fù)荷性能圖………………………………………………………………25</p><p>　　3.5.1 液沫夾帶線……………………………………………………………………25</p><p>　　3.5.2 液 泛 線………………………………………………………………………26</

22、p><p>　　3.5.3 液體負(fù)荷 上限線………………………………………………………………28</p><p>　　3.5.4 液相負(fù)荷 下限線………………………………………………………………28</p><p>　　3.5.5 漏液線…………………………………………………………………………29</p><p>　　3.6 塔的接管…………

23、………………………………………………………………30</p><p>　　3.6.1 進(jìn)料管…………………………………………………………………………30</p><p>　　3.6.2 回流管…………………………………………………………………………31</p><p>　　3.6.3 塔底 出料罐……………………………………………………………………31</p&

24、gt;<p>　　第四章 精餾塔熱量衡算…………………………………………………………31</p><p>　　4.1 精餾塔熱量衡算…………………………………………………………………31 </p><p>　　4.1.1 熱量衡算示意圖…………………………………………………………………31</p><p>　　4.1.2

25、加熱劑的選擇……………………………………………………………………31</p><p>　　4.1.3 冷卻劑的選擇……………………………………………………………………31</p><p>　　4.2 比熱容及汽化潛熱的 計(jì)算………………………………………………………31</p><p>　　4.2.1 塔頂、塔底及進(jìn)料口比熱容及汽化潛熱的計(jì)算…………………………

26、…………31</p><p>　　4.2.2 熱量 衡算………………………………………………………………………31</p><p>　　參考文獻(xiàn)………………………………………………………………………………34</p><p>　　附錄 （A）…………………………………………………………………………35</p><p>　　附錄 （B）…………

27、………………………………………………………………36</p><p>　　附錄 （C）…………………………………………………………………………38</p><p>　　結(jié)束語………………………………………………………………………………39</p><p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)教師評(píng)分表……………………………………………………40</p><p&g

28、t;<b>　　第一章 前言</b></p><p>　　1.1．精餾原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中的應(yīng)用 </p><p>　　精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難

29、揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)的過程。</p><p>　　1.2.精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求 </p><p>　　為實(shí)現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精餾過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即本次所設(shè)計(jì)的精餾裝置。</p><p>　　1.3.常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的

30、選型 </p><p>　　塔板為主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用錯(cuò)流式塔板為主，常用的錯(cuò)流式塔板主要有：（1）泡罩塔板（2）篩孔塔板（3）浮閥塔板。本設(shè)計(jì)采用篩孔塔板。</p><p>　　1.4．本設(shè)計(jì)所選塔的特性</p><p>　　篩孔塔板簡稱篩板，其結(jié)構(gòu)簡單，歷史悠久，至今仍是應(yīng)用最為廣泛的一種傳質(zhì)分離設(shè)備。近百年來，對(duì)篩板的流體力學(xué)和傳

31、質(zhì)性能的研究已取得很大進(jìn)展，因而篩板的設(shè)計(jì)法已漸趨成熟。至今，許多新型塔板都采用篩板的水力學(xué)模型作為研究基礎(chǔ)和工程設(shè)計(jì)參照模型。據(jù)不完全統(tǒng)計(jì)，目前歐美許多國家工業(yè)應(yīng)用的板式塔中，60％以上的內(nèi)件都是篩板式及其改進(jìn)型，國內(nèi)在運(yùn)行的板式塔中篩板型也占很大比例。單溢流液體流過整個(gè)塔面塔板上返混少，塔板效率較高，結(jié)構(gòu)也最簡單。但單溢流不能承受大液量，也不適用于大塔徑。在工業(yè)生產(chǎn)中采用多降液管。最早出現(xiàn)的是MD篩板，四十多年來，MD篩板已在工業(yè)生

32、產(chǎn)中得到廣泛推廣應(yīng)用，近二十年來，多降液管篩板的型式又出現(xiàn)了很多種，如我國浙江工業(yè)大學(xué)開發(fā)的DJ塔板系列。</p><p>　　篩板雖然結(jié)構(gòu)簡單，但氣液兩相流動(dòng)的規(guī)律仍有一些未被認(rèn)識(shí)清楚。在工程設(shè)計(jì)中還要依賴于實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)和經(jīng)驗(yàn)判別。本次課程設(shè)計(jì)主要介紹篩板的結(jié)構(gòu)、性能和工程界已公認(rèn)的設(shè)計(jì)方法。從總體上看，篩板塔的液相流動(dòng)是呈逆流的，氣體從下而上，液體從上而下。對(duì)于常規(guī)帶有降液管的篩板，篩板上的氣液流動(dòng)則是呈錯(cuò)流

33、型的，即液體水平流過篩板板面，氣體從下而上穿過塔板。液體通過降液管從一層篩板流入下一層篩板。氣體穿過塔板上的篩孔鼓入液層，形成泡沫層，進(jìn)行氣液傳質(zhì)，然后離開泡沫層，上升到上一層篩板。</p><p><b>　　流程的確定和說明</b></p><p><b>　　2.1設(shè)計(jì)思路</b></p><p>　　2.1.1精餾

34、方式的選定</p><p>　　本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式，其特點(diǎn)是：連續(xù)精餾過程是一個(gè)連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。</p><p>　　2.1.2操作壓力的選取</p><p>　　本設(shè)計(jì)采用常壓操作，一般，除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。</p>

35、<p>　　2.1.3加料狀態(tài)的選擇</p><p>　　為氣液混合物泡點(diǎn)進(jìn)料</p><p><b>　　2.1.4加熱方式</b></p><p>　　本設(shè)計(jì)采用直接蒸汽加熱。因?yàn)橹苯诱羝募尤?，?duì)釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求，從而又增加

36、了生產(chǎn)的費(fèi)用，但也減少了間接加熱設(shè)備費(fèi)用。</p><p>　　2.1.5回流比的選擇</p><p>　　選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低。一般經(jīng)驗(yàn)值為R=(1.1-2.0)Rmin.</p><p>　　2.1.6塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇</p><p>　　塔頂選用全凝器，因?yàn)楹罄^工段產(chǎn)品以液

37、相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因?yàn)榉帜鞯牡谝粋€(gè)分凝器相當(dāng)于一塊理論板。</p><p>　　塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)。</p><p>　　在本設(shè)計(jì)中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單造價(jià)低。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高，采用篩板可解決堵塞問題，且能適當(dāng)控制漏夜及液泛現(xiàn)象。</p><p>　　篩板塔是

38、最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，近百年來通過大量的工業(yè)實(shí)踐逐步改進(jìn)了設(shè)計(jì)方法和結(jié)構(gòu)。對(duì)于小流量、小塔徑的實(shí)驗(yàn)操作，多采用單溢流篩板塔。實(shí)際操作表明，設(shè)計(jì)良好的塔，其操作彈性將大于3。</p><p>　　2.2 流程說明圖</p><p><b>　　塔頂出料D組成xD</b></p><p><b>　　回流L</b>&

39、lt;/p><p><b>　　進(jìn)料F組成xF</b></p><p><b>　　塔釜出料W組成xW</b></p><p>　　乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)圖</p><p>　　第三章 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　設(shè)計(jì)一連續(xù)式篩板式精餾塔以分離乙醇—丙醇&

40、lt;/p><p>　　具體工藝參數(shù)如下： 原料加料量 F＝100kmol/h 進(jìn)料組成 xF＝0.433 餾出液組成 xD＝0.933</p><p>　　釜液組成 xw＝0.023 塔頂壓力 p＝100kpa</p>&

41、lt;p>　　單板壓降 ≤0.7 kPa</p><p>　　3.1 精餾段全塔物料衡算</p><p>　　原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分率及質(zhì)量分?jǐn)?shù)</p><p>　　乙醇的摩爾質(zhì)量 MA=46kg/kmol</p><p>　　丙醇的摩爾質(zhì)量 MA=60kg/kmol</p>

42、<p>　　xF＝0.433 xD＝0.933 xw＝0.023</p><p>　　3.1.1原料液及塔頂、塔底的摩爾流量</p><p><b>　　(1)摩爾衡算：</b></p><p>　　F=100kmol/h</p><p>　　總物料衡算： F=D+W 即

43、100= D+W ① </p><p>　　輕組分物料衡算： 即100×0.433=D×0.933+W×0.023 ②</p><p><b>　　由①②得： </b></p><p>　　D=55.1mol/h; W=44.9kmol/h</

44、p><p>　　3.1.2.溫度計(jì)算</p><p>　　利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求的tF，tD，tW。查表1-1</p><p><b>　　tF: </b></p><p><b>　　℃ </b></p><p>　?、趖D： ℃ </p><

45、;p>　　③tW： ℃ </p><p>　?、?精餾段平均溫度 ：t1=（tF+ tD）/2 =83.07℃</p><p>　?、?提留段平均溫度 ：t2=（tF+ tW）/2 =90.03℃</p><p>　　3.1.3 原料液塔頂、塔底的氣液相組成及平均摩爾流量 進(jìn)料溫度 tF =93.25℃ </p><p>　

46、　氣相組成yF ： yF=44.161%</p><p>　　塔頂溫度tD =79.33℃</p><p>　　氣相組成yD： yD=94.485%</p><p>　　塔底溫度tW =93.25℃</p><p>　　氣相組成yW: yW=0.384%</p>

47、<p><b>　　⑴精餾段</b></p><p>　　液相組成 ： =59.2%</p><p>　　氣相組成 : =69.3%</p><p>　　所以 ML1 =460.592+60(1-0.592)=51.712 kg/kmol</p&g

48、t;<p>　　ML2 =460.693+60(1-0.693)=50.298Kg/kmol</p><p><b>　　⑵提留段</b></p><p>　　液相組成： =14.2%</p><p>　　氣相組成： =22.27%</p><p>　　所以

49、 ML1 =460.142+60(1-0.142)=58.012 kg/kmol</p><p>　　ML2=460.223+60(1-0.223)=56.882Kg/koml</p><p><b>　　3.1.4密度計(jì)算</b></p><p>　　求在tF，tD，tW。下的乙醇和丙醇的密度（單位：kg/m3） 查表1-3</p&g

50、t;<p>　　進(jìn)料溫度 tF=86.81℃ </p><p>　　塔頂溫度 tD=79.33℃ </p><p>　　塔底溫度tW =93.25℃ </p><p>　　精餾段平均液相組成：X1===0.6830</p><p>　　精餾段平均汽相組成：y1= = =0.7930</p><

51、p>　　精餾段液相平均相對(duì)分子質(zhì)量：ML1=46X0.6830+(1-0.6830)X60=50.44kg/kmol</p><p>　　精餾段汽相平均相對(duì)分子質(zhì)量：MV1=46X0.7930+(1-0.7930)X60=48.90kg/kmol</p><p>　　提餾段平均液相組成：X2= = =0.228</p><p>　　提餾段平均汽相組成：y2=

52、 = =0.4532</p><p>　　提餾段液相平均相對(duì)分子質(zhì)量：ML2=46X0.023+(1-0.023)X60=59.68kg/kmol</p><p>　　提餾段汽相平均相對(duì)分子質(zhì)量：MV2=46X0.2835+(1-0.2835)X60=56.03kg/kmol</p><p>　　利用表中數(shù)據(jù)，用數(shù)學(xué)插值法，求出進(jìn)料溫度tF,塔頂溫度tD,塔底溫度t

53、W下乙醇（A）,丙醇（B）的密度。</p><p><b>　　Tf=86.81℃</b></p><p><b>　　kg/m3 </b></p><p><b>　　kg/m3</b></p><p>　　=732.4 kg/m3</p><p>&

54、lt;b>　　Td=79.33℃</b></p><p>　　=743.0 kg/m3</p><p>　　=748.0 kg/m3</p><p>　　743.4 kg/m3</p><p><b>　　Tw=93.33℃</b></p><p>　　=726.0 kg/m3&

55、lt;/p><p>　　=718.4 kg/m3</p><p>　　718.5 kg/m3</p><p>　　所以，ρL1= 737.9 kg/m3</p><p>　　ρL2= 725.5 kg/m3</p><p>　　MLF=XFX46+(1-XF)X60=53.94 kg/m3</p><

56、;p>　　MLD=XDX46+(1-XD)X60=46.94 kg/m3</p><p>　　MLW=XWX46+(1-XW)X60=59.68 kg/m3</p><p>　　,ML1= 50.44 kg/m3</p><p>　　ML2= 56.81 kg/m3</p><p>　　3.1.5表面張力計(jì)算</p>

57、<p>　　液相平均表面張力依下試計(jì)算，即</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計(jì)算：查表1-4</p><p><b>　　乙醇的表面張力：</b></p><p><b>　　丙醇的表面張力:</b></p><p><b>　　液體表面張力：</b><

58、;/p><p>　　精餾段液相平均表面張力：</p><p>　　提留段液相平均表面張力：</p><p>　　3.1.6.黏度的求取(同上，利用插值法) 查表1-5</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　Tf=86.81℃時(shí)乙醇（A）的粘度μ</p>

59、;<p>　　=0.455mpa?s</p><p>　　TD=79.33℃時(shí) </p><p>　　=0.499mpa.s</p><p>　　Tw=93.25℃時(shí)</p><p>　　=0.406mpa.s</p><p><b>　　提餾段<

60、;/b></p><p>　　Tf=86.81℃時(shí)丙醇（B）的粘度μ</p><p>　　=0.559mpa.s</p><p>　　Td=79.33℃時(shí)</p><p>　　=0.628mpa.s</p><p>　　Tw=93.25℃時(shí)</p><p>　　=0.503mpa.s<

61、;/p><p>　　μD=0.933X0.499+(1-0.933)X0.628=0.508mpa.s</p><p>　　μF=0.433x0.454+(1-0.433)X0.559=0.8514mpa.s</p><p>　　μw=0.023X0.406+(1-0.023)X0.503=0.501mpa.s</p><p>　　所以，精餾段的

62、平均粘度</p><p>　　μ（1）==0.511mpa.s</p><p><b>　　提餾段的平均粘度</b></p><p>　　μ（2）==0.508mpa.s</p><p>　　3.1.7.相對(duì)揮發(fā)度的求?。骇裪=</p><p>　　由xF＝0.433 yF=0.623&

63、lt;/p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　аF==2.16</b></p><p>　　由xD＝0.933 yD=0.963</p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　=1.87&l

64、t;/b></p><p>　　由xw＝0.023 yW=0.284</p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　=16.85</b></p><p>　　精餾段相對(duì)揮發(fā)度：α1=（αF+αD）/2=2.02</p><p>　　提留段

65、相對(duì)揮發(fā)度：α2=（αF+αW）/2=9.51</p><p>　　全塔相對(duì)揮發(fā)度:α==4.08</p><p>　　3.2 塔板數(shù)的確定</p><p>　　3.2.1 回流比的確定 </p><p>　　本設(shè)計(jì)為泡點(diǎn)進(jìn)料q=1 由 ①；</p><p><b>　　②</b>

66、;</p><p>　　可得 Xq=XF=0.433 代入平衡線方程 得yq=0.757</p><p>　　最小回流比： =0.543</p><p>　　回流比選?。?</p><p>　　本設(shè)計(jì)回流比選取 R=1.5Rmin=1.5X0.543=0.815</p>

67、<p>　　由于 </p><p>　　故先用捷算法試求理論板數(shù)</p><p>　　由 q=1, 經(jīng)化簡得</p><p>　　Nmin==4.54≈5（塊）</p><p><b>　　查吉利蘭圖 得</b></p><p>　　所以 N=

68、8.9≈9(塊)（不含再沸器）</p><p>　　3.2.2 汽液負(fù)荷計(jì)算：</p><p>　　L=RD=0.81555.1=44.91kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(0.8153+1)55.141=100kmol/h</p><p>　　L'=L+qF=RD+qF=0.815X55.1+100X1=14

69、4.9kmol/h</p><p>　　V'=V+(q-1)F=V=(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/h</p><p>　　3.2.3理論塔層數(shù)NT的求取</p><p>　　理論板數(shù)的求算法有逐板法和圖解法，本設(shè)計(jì)才有逐板法。 </p><p>　　精餾段操作線方程： yn+1===0.449xD+0.

70、514 </p><p>　　提留段操作線方程: ym+1=1.449xm-0.013</p><p>　　相平衡方程： y==</p><p>　　由泡點(diǎn)進(jìn)料有；y1=XD=0.933 利用各方程計(jì)算結(jié)果如下表 </p><p>　　由逐板法可以求: </p><p>　　

71、由平衡線操作數(shù)得；全塔理論版NT=8塊（包括塔釜再沸器），其中第5塊板是進(jìn)料板，精餾段板數(shù)N1=4塊 提留段板數(shù)N2=4-1=3塊（不包括塔釜再沸器）</p><p><b>　　。</b></p><p>　　3.2.4實(shí)際板數(shù)的求取</p><p>　　全塔效率 ET=0.17-0.616lgμ </p

72、><p>　　查塔頂塔底液相組成圖，求得全塔平均溫度t===86.29℃</p><p>　　溫度t時(shí) μA==0.453mN/m</p><p>　　μB==0.564mN/m</p><p>　　查的該溫度下液相組成 有；x A=0.459</p><p>　　得，該溫度下的進(jìn)料液相平均粘度 有；</p&g

73、t;<p>　　μm=0.459μA+(1-0.459)μB=0.459x0.453+(1-0.459)x0.564=0.513mN/m</p><p>　　故 ET=0.17-0.616lg0.513=0.3498≈34.9%</p><p><b>　　實(shí)際板數(shù)</b></p><p>　　精餾段；N1=4/0.349=11.

74、42≈12(塊) </p><p>　　提餾段；N2=3/0.349=8.59≈9(塊)（包括再沸器） </p><p>　　知道板塊數(shù)后可求得以下數(shù)值：</p><p>　　塔頂壓強(qiáng)PD=100kpa</p><p>　　取每塊板壓降0.7kpa,則進(jìn)料板壓強(qiáng)PF=PD+0.7X12=108.4 kpa</p><p&g

75、t;　　精餾段平均壓強(qiáng) P1=(PD+PF)/2=(108.4+100)/2=104.2kpa</p><p>　　由精餾段平均溫度t1=83.07℃</p><p>　　ρv(1)= ==1.72kg/m3</p><p>　　塔頂壓強(qiáng)PD=100kpa，取每塊板壓降0.7kpa, 則進(jìn)料板壓強(qiáng)PF=PD+0.7X12=108.4 kpa</p>

76、<p>　　塔底壓強(qiáng)Pw=PD+0.7X21=100+0.7X21=114.7kpa</p><p>　　提餾段平均壓強(qiáng)P2=(PF+Pw)/2=(108.4+114.7)/2=111.55kpa</p><p>　　由提餾段平均溫度 t2=90.03℃</p><p>　　3.3.精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　

77、3.3.1氣液相體積流量計(jì)算</p><p>　　(1)精餾段 V=(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/h</p><p>　　Vs= = =0.790m3/s</p><p>　　L=RD=0.815X55.1=44.91kmol/h </p><p>　　Ls= = =8.51X10-4m3/s</p>

78、<p>　　Lh=3.070m3/h</p><p><b>　　(2)提餾段 </b></p><p>　　V'=V+(q-1)F=V=(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/h </p><p>　　Vs’= = =0.752m3/s </p><p&g

79、t;　　L'=L+qF=RD+qF=0.815X55.1+100X1=144.9kmol/h</p><p>　　Ls’= = =3.31X10-3m/s</p><p>　　Lh’=11.92m-3/h</p><p>　　3.3.2塔徑及塔板主要工藝尺寸計(jì)算</p><p><b>　　1.精餾段</b>&l

80、t;/p><p><b>　　塔徑 D</b></p><p>　　初選塔板間距HT=400mm,取板上清液高度Hl=60mm.則HT-hL=340mm.</p><p>　　Fair值； </p><p>　　FLV=(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.2=(8.35x10-4/0.790)(737.9/1.72)0.

81、2=0.0224</p><p>　　查圖（史密斯關(guān)聯(lián)圖）得 C20=0.0850</p><p>　　依據(jù)C=C20(б/20)0.2,校正得到物系表面張力б1=17.63mN/m.</p><p>　　即C=0.850X(17.63/20)0.2=0.0829</p><p>　　Umax=C=0.850X=1.715m/s</p

82、><p>　　由u=（安全系數(shù)），安全系數(shù)=0.6~0.8 =</p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，U=0.6Umax=0.6x1.715=1.029m/s</p><p>　　故D===0.989Mm</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整到 D=1.0m 則空塔氣速u=1.006m/s.</p><p>

83、<b>　　2.提留段 </b></p><p><b>　　Fair值；</b></p><p>　　FLV=(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.2=(3.31x10-3/0.752)(725.5/2.07)0.2=0.0824</p><p>　　設(shè)板間距，板上清夜高度與精餾段相同</p><p>

84、;　　HT-hL=340mm.=0.0850 物系表面張力б2=17.47mN/m</p><p>　　C=0.850X(17.47/20)0.2=0.0827</p><p>　　Umax=C=0.850X=1.546m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為0.65 則 U=0.65Umax=0.6x1.546=1.0m/s</p><p

85、>　　圓整到 D=1.0m 則空塔氣速u=0.958m/s.</p><p>　　3.3.3溢流裝置的計(jì)算</p><p>　　本設(shè)計(jì)采用單溢流弓形降液管，平型受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下；</p><p><b>　　(1)溢流堰長</b></p><p>　　取堰長lw0.66D,即 lw=

86、0.66x1.00=0.66m</p><p><b>　?。?）出口堰高</b></p><p>　　出口堰高 hw hw=Hl-how</p><p>　　由lw/D=0.66/1.0=0.66.Lh/(lw)0.25=3.070/0.60.256=8.68</p><p>　　查圖（液流收縮系數(shù)圖）有E≈1.0

87、.</p><p>　　依試7.9mm =57.1mm</p><p>　　提留段=1.96m =58.04mm</p><p>　?。?）弓形降液管寬度和截面積</p><p>　　由 查圖（弓型降液管的寬度與面積）得；wd/D=0.154.</p><p>　　Af/AT=0.124

88、</p><p>　　所以 wd=0.154XD=0.154X1=0.154M</p><p>　　所以 Af=0.124X2=0.0974m2</p><p>　　驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間：</p><p><b>　　精餾段 由式</b></p><p><b>　　提留段

89、 </b></p><p>　　（4）降液管底縫高度</p><p>　　取降液管底縫的流速u.’=0.08m/s所以：</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　　3.3

90、.4塔板布置</b></p><p><b>　　邊緣區(qū)寬度確定：</b></p><p>　　取Ws=60mm,Wc=35mm</p><p><b>　　開孔區(qū)面積計(jì)算：</b></p><p><b>　　Aa=</b></p><p>

91、;　　其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.381 m</p><p>　　r=D/2-Wc=0.6-0.035=0.465 m</p><p>　　∴Aa= =0.618</p><p>　　3.3.5篩孔計(jì)算及其開孔率：</p><p>　　本例所處理的物系無腐蝕性，可選用δ=3 mm碳鋼管，取篩孔直徑do=5 mm。篩孔按正三角形排列，取

92、t/do=3.0 所以空中心距 t=3.0*5=15 mm。</p><p>　　篩孔數(shù)目：n=1.158XAa/t2=3181個(gè)</p><p>　　開孔率為φ==0.907*（d0/t）2=10.1％</p><p>　　每層塔板上的開孔面積Ao為：</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為uo=Vs/Aa =0.790/0.0624=1

93、4.42m/s. </p><p>　　提餾段 uo=Vs’/Aa =0.752/0.0548=12.66m/s.</p><p>　　3.3.6塔總體高度計(jì)算</p><p>　　精餾段 Z1=(N1-1)HT=(9-1)X400=3.2m</p><p>　　提餾段 Z2=(N2-1)HT=(12-1)X400=4.4m<

94、;/p><p>　　總塔高 Z=Z1+Z2=3.2+4.4=7.6m</p><p>　　3.4篩板的流體力學(xué)計(jì)算</p><p>　　3.4.1氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　（1）干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　干板阻力hc計(jì)算 hc=</p><p>

95、;　　d0/δ=5/3=1.67, 查圖得：c0=0.85</p><p>　　精餾段 hc1=0.051*(u012/c02)* ρv1/ρL1=0.0264 m液柱</p><p>　　提留段 hc2=0.051*(u022/c02)* ρv2/ρL2=0.0379 m液柱</p><p>　?。?）氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮</p>

96、<p>　　精餾段： hl=β*hL ua=Vs/(AT-Af)</p><p>　　ua.1= Vs1/(AT-Af)=0.790/(0.785-0.0947)=1.144 m/s</p><p>　　∴Fa= ua* =1.144*172^0.5=1.50㎏1/2/(sm)1/2</p><p>　　查圖得=0.62 ∴h1=*hL =0.6

97、2X0.06=0.0372m液柱</p><p>　　提留段： h2=*hL ua.2= Vs2/(AT-Af)=0.752/(0.785-0.094)=1.089 m/s</p><p>　　F0= ua2* =1.089X2.07^0.5=1.567㎏1/2/(s.m)1/2 </p><p><b>　　查圖得=0.60</b>&

98、lt;/p><p>　　∴h2=0.60X0.06=0.036 m液柱</p><p>　　克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　液體表面張力的阻力計(jì)算 </p><p>　　精餾段： 阻力hσ1==0.00195 m液柱</p><p>　　提留段：阻力hσ2==0.00197 m液柱<

99、/p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度hp </p><p>　　3.4.2氣體通過每層塔板的壓降為 </p><p>　　液柱=0.0264+0.0372+0.00195=0.0739m</p><p>　　單板壓降=0.0739X737.9X9.8=534.0kpa<0.7kpa(設(shè)計(jì)允許值)</p>&l

100、t;p>　　提餾段=0.0379 +0.036+0.00197=0.0759m液柱</p><p>　　提餾段=0.0759X725.5X9.8=539.6kpa<0.7kpa(設(shè)計(jì)允許值)</p><p>　　3.4.3霧沫夾帶量的驗(yàn)算</p><p>　　霧沫夾帶量由計(jì)算，其hf=(hl/0.4)=2.5hl</p><p>

101、　　=0.0420kg液/kg氣<0.1液/kg氣(設(shè)計(jì)允許值)</p><p>　　提餾段=0.0362kg液/kg氣<0.1液/kg氣(設(shè)計(jì)允許值)</p><p>　　均小于0.1 故在本設(shè)計(jì)中霧沫夾帶量在允許范圍內(nèi).</p><p>　　3.4.4漏液的鹽驗(yàn)算</p><p>　　對(duì)于篩板塔,漏液點(diǎn)氣速</p>

102、;<p><b>　　=8.29m/s</b></p><p>　　精餾段漏液點(diǎn)氣速穩(wěn)定系數(shù)</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù) K1==14.42/8.29=1.739>1.5</p><p>　　提餾段漏液點(diǎn)氣速=8.29 m/s</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù) K2==13.72/8.29=1.

103、527>1.5</p><p>　　故本設(shè)計(jì)中無明顯漏液現(xiàn)象.</p><p>　　3.4.5液泛的驗(yàn)算</p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛現(xiàn)象,降液管內(nèi)液層高度Hd服從: Hd</p><p><b>　　精餾段；</b></p><p>　　取安全系數(shù)Ф=0.5.則</p&g

104、t;<p>　　Ф（HT+hw）=0.5X(0.4+0.0571)=0.229m</p><p>　　而 Hd=hp+hL+hd ,板上不設(shè)進(jìn)口堰,Hd=0.153（Ls/lwho）2=0.000974m液柱</p><p>　　∴Hd=0.07865+0.0679+0.000974=0.1475m液柱<Ф(HT+hw) （在設(shè)計(jì)符合下不會(huì)發(fā)生液泛）</p>

105、<p><b>　　提餾段；</b></p><p>　　Ф（HT+hw）=0.5X(0.4+0.0571)=0.229m</p><p>　　取安全系數(shù)Ф=0.5.則</p><p>　　而 Hd=hp+hL+hd ,板上不設(shè)進(jìn)口堰, Hd=0.153（Ls/lwho）2=0.00527m液柱</p><p&

106、gt;　　∴Hd=0.0759+0.06+0.00527=0.1412m液柱<Ф(HT+hw) （在設(shè)計(jì)符合下不會(huì)發(fā)生液泛）</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為精餾塔徑及各工藝尺寸是合格的</p><p>　　3.5.塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　3.5.1霧沫夾帶線</p><p><b>　

107、　精餾段；</b></p><p>　　其中 HT=0.40m Ua=Vs/(AT-Af)=1.454 Vs</p><p><b>　　E=1.</b></p><p><b>　　lw=0.66</b></p><p>　　故 Hf=2.5[hw+2.84X10-4E(36

108、00Ls/lw)2/3]=0.1428+2.2Ls2/3</p><p>　　已知б=17.63mN/m 以ev=0.1kg液/kg氣為限</p><p><b>　　帶入 整理得</b></p><p>　　精餾段霧沫夾帶線為: Vs=1.016-9.078Ls2/3</p><p><b>

109、;　　提餾段；</b></p><p>　　其中 HT=0.40m Ua=Vs’/(AT-Af)=1.454 Vs’</p><p>　　E=1. hw=0.05804m lw=0.66m</p><p>　　故 Hf=2.5[hw+2.84X10-4E(3600Ls’/lw)2/3]=0.1428+2.2Ls’2/3</p

110、><p>　　已知б=17.47mN/m 以ev=0.1kg液/kg氣為限</p><p><b>　　帶入整理得</b></p><p>　　提餾段霧沫夾帶線為: Vs=1.525-9.054Ls’2/3</p><p>　　精餾段：在操作范圍內(nèi)任意取幾個(gè)Ls值,以上式計(jì)算出Vs值,列表如下：</p&g

111、t;<p>　　提餾段：在操作范圍內(nèi)任意取幾個(gè)Ls值,以上式計(jì)算出Vs值,列表如下：</p><p>　　依據(jù)上表數(shù)據(jù)作精餾段和提餾段霧沫夾帶線</p><p><b>　　3.5.2液泛線：</b></p><p><b>　　精餾段；</b></p><p>　　近似去E=1.0

112、 Lw=0.66 則</p><p>　　故 how=0.88 由 </p><p><b>　　則 </b></p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　由式</b></p><p><b>　

113、　將 </b></p><p><b>　　聯(lián)立的 </b></p><p><b>　　整理的 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)Ls值，計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果如下表</p><p><b>　　提餾段 </b></p>

114、<p>　　近似取E=1.0 Lw=0.66 則</p><p>　　故 how=0.88Ls’2/3 </p><p><b>　　由 </b></p><p><b>　　則 </b></p><p><b>　　故</b></p&g

115、t;<p><b>　　由式</b></p><p><b>　　將 </b></p><p><b>　　聯(lián)立的 </b></p><p><b>　　整理的 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)Ls值，計(jì)算出Vs

116、值，計(jì)算結(jié)果如下表</p><p>　　依據(jù)上面數(shù)據(jù)表，可作出精餾段和提餾段的液泛線</p><p>　　3.5.3液體負(fù)荷上限線</p><p>　　以=4s作為液體在降液管中停留的時(shí)間下限，由=得，</p><p>　　Ls.min==9.74X410-4m-3/s</p><p>　　依據(jù)此作為精餾段的與氣體流量

117、無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。</p><p>　　3.5.4液相負(fù)荷下限線</p><p>　　精餾段 對(duì)于平直堰,取堰上液層高度how=0.004m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn).</p><p>　　依式 how=E()2/3，取E=1</p><p>　　整理得；Ls.min=1.31X10-4m3/s </p><

118、p>　　提餾段 對(duì)于平直堰,取堰上液層高度how=0.004m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn).</p><p>　　依式 how=E()2/3，取E=1</p><p>　　整理得；Ls’.min=1.0.00947m3/s</p><p>　　依據(jù)上式作精餾段和提餾段關(guān)于氣體流量無關(guān)的垂直液體負(fù)荷下限.</p><p><b&g

119、t;　　3.5.5漏液線</b></p><p><b>　　精餾段；</b></p><p>　　HL=hw+how Uow= 帶入漏液點(diǎn)氣速式</p><p><b>　　由， </b></p><p>　　近似取E≈1 hc=0.00195m ,Ao=0.0548m2&l

120、t;/p><p><b>　　代入數(shù)值整理得:</b></p><p>　　精餾段漏液線: Vs.min=0.205 2/3 </p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　HL=hw+how= Uow= 帶入漏液點(diǎn)氣速式</p><p><b&g

121、t;　　由， </b></p><p>　　近似取E≈1 hc=0.00197m ,Ao=0.0548m2</p><p><b>　　代入數(shù)值整理得:</b></p><p>　　精餾段漏液線: Vs.min=0.3542/3 </p><p>　　根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出精餾段和提餾段的漏液線</p>

122、;<p>　　3.5.6 操作線圖 由此可以作出含有①-⑤五條線的篩板塔性能負(fù)荷圖。</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　Vs，max=1.662,Vs,min=0.508/s。所以操作彈性K=Vs，max/ Vs,min=3.27</p><p><b>　　提留段：</b>

123、</p><p>　　Vs，max= 1.720，Vs,min= 0.57s。所以操作彈性K=Vs，max/ Vs,min=3.02</p><p>　　上圖操作彈性為：精餾段K=3.02 提餾段K=3.033 </p><p>　　第四章 精餾塔熱量衡算</p><p><b>　　QV</b></

124、p><p><b>　　QR </b></p><p><b>　　塔頂出料D組成xD</b></p><p>　　QF QL 回流L</p><p><b>　　進(jìn)料F組成xF</b></p><p><b>

125、;　　QB</b></p><p>　　QW 塔釜出料W組成xW</p><p>　　4.1精餾塔熱量衡算 熱量衡算示意圖 </p><p>　　4.1.1熱量衡算示意圖，（如上）</p><p>　　4.1.2加熱劑的選擇 常用加熱劑有飽和水蒸汽和煙氣。本設(shè)計(jì)選用30

126、0kpa（溫度133.0℃）的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。</p><p>　　4.1.3冷卻劑的選擇</p><p>　　常用冷卻劑是水和空氣。本設(shè)計(jì)建廠吉林地區(qū)。吉林夏季最熱月份平均氣溫為25℃引入松花江的江水，經(jīng)初步處理之后作為工業(yè)水，溫度為5℃左右，選升溫30℃，及冷卻水的出口溫度為35℃.</p><p>　　4.2比熱容及汽化潛熱的計(jì)算</p>

127、<p>　　4.2.1 塔頂、塔底及進(jìn)料口比熱容及汽化潛熱的計(jì)算</p><p>　　塔頂溫度tD下的比熱容及氣化潛熱，查表1-2</p><p><b>　　利用數(shù)學(xué)插值法求出</b></p><p><b>　　tD=79.33℃</b></p><p>　　乙醇的比熱容Cp.AD